lampiran f perancangan reaktor …digilib.unila.ac.id/20229/19/r 202.pdff. 3 polyethylene...
TRANSCRIPT
LAMPIRAN F
PERANCANGAN REAKTOR KATALITIK DISTILATION (R-302)
(TUGAS KHUSUS)
F. 1
LAMPIRAN F
PERANCANGAN REAKTOR KATALITIK DISTILATION (R – 302)
(TUGAS KHUSUS)
Kode : R 302
Fungsi : Tempat mereaksikan bi-(hydroxyethyl) terephtalate
(BHET) sebanyak 5.262,65 kg membentuk Polyethilene
Terephthalate (PET) dengan bantuan Katalis Sb2O3
(Antimony Trioxide), sekaligus memisahkan produk PET
dengan Ethylenen glicol (EG)
Bentuk : Reaktor Fixed Bed yang digabung dengan kolom distilasi
Fasa : Cair- Gas
Tekanan : Vacuum (0,1 atm)
Suhu : 275 °C
Katalis : Sb2O3
Tujuan :
1. Menentukan bentuk reactor
2. Menentukan bahan konstruksi reaktor
3. Menghitung dimensi reaktor
Gambar F.1. Gambar Sederhana reaktor Destilasi
F. 2
Gambar, F.2, Potongan Reaktor Distilasi [(1) Vessel, (2)Distilation Tray, (3)
Katalis,(4), Screen, (5) Buble Cup, (6) Reaction Tray
1. Menentukan bentuk reactor
Dari patent diketahui reaksi yang terjadi yaitu reaksi polykondensasi
BHET menjadi PET yang menggunakan katalis Sb2O3 yang berbentuk
butiran-butiran sedangkan reaktan masuk reaktor pada fasa cair. Dari
kondisi ini maka reaktor yang dapat digunakan yaitu reaktor fixed bed.
Akan tetapi disini juga terjadi proses pemisahan produk samping dengan
proses distilasi. Dengan ketentuan ini maka reaktor yang digunakan
adalah reaktor distilasi yaitu penggabungan reaktor fixe bed dengan
menara distilasi. Kondisi operasi reaktor ini adalah suhu 275 °C dan
tekanan 0,1atm.
2. Menentukan bahan kontruksi reactor
Menurut Brownell hal 253, bahan konstruksi yang digunakan dalam
perancangan ini adalah Low alloy Steel SA-202 Grade B, karena :
a. Struktur kuat dengan allowable stress value sebesar 21250 psi dan suhu
maksimum 10000 F
F. 3
Polyethylene terphthalate (PET)
Ethylene glycol
b. Harga relatif murah
c. Banyak tersedia dipasaran
3. Menghitung dimensi reaktor
a. Neraca Massa disekitar reaktor 302
Basis : Kapasistas Produksi PET = 30.000 Ton/tahun
Basis perhitungan : 1 jam operasi
Hari kerja dalam satu tahun : 330 hari
Jam kerja dalam 1 hari : 24 jam
Kapasitas produksi PET : ton
kgx
jam
harix
hari
tahunx
tahun
ton
1
1000
24
1
330
1 000.30
: 3787,879 kg / jam
Persamaan reaksi yang terjadi pada reaktor 302
n HOCH2CH2OOC COOCH2CH2OH (n-1) HOCH2CH2OH
HOCH2CH2----OOC COOCH2CH2---OH
n
bi-(hydroxyethyl) terephtalate (BHET)
+
Reaktor 2 F 8 F 6
F 9
R
Dekanter
F 9 =
F. 4
Konversi BHET terhadap PET = 95 % (Patens no3.590.072)
Dari Perancangan produk PET yang dihasilkan = 3787,879 Kg/jam
= 0,14059 Kmol/jam
Dengan menggunakan metode perhitungan David M. Himmeblau pada bukunya
”Suplementary Problem for Basic Principles and Calculations in Chemical
Enginering 6th Edition”, 1996. halaman 59 -66.
Perhitungan Produk ;
BHET
PET = BHET x Kemurnian BHET x Konversi BHET x
BHETtryStoichiomeKoef
PETtryStoichiomeKoef .
0,14059 Kmol/jam = Mol BHET masuk x 1 x 0,95 x 140
1
Mol BHET Masuk = 20,72 Kmol/jam
Mol BHET Masuk = F6 + R
F6 = Mol BHET Masuk – R
F6 = 20,72 Kmol/jam – R ..............................(A.1)
Ethylene Glicol (EG)
EG = Mol BHET Masuk x Konversi x BHETtryStoichiomeKoef
EGtryStoichiomeKoef .
EG = 20,72 x 0,95 x 140
139
EG = 19,54 kmol/jam
EG = 1211,64 Kg/jam
F. 5
Naraca masa reaktan BHET pada reaktor 2
Masuk – Keluar + Geneation – Konsumsi = Accumulation
(F6+R) – (R) + 0 – (0,95 (F6 + R) = 0
F6 – 0,95 F6 – 0,95R = 0
0,05 F6 = 0,95 R ..........(A.2)
Persamaan (A.1) dengan (A.2) didapat
0,05(20,72 – R) = 0,95 R
R = 1,04 Kmol/jam
R = 263,13 Kg/jam BHET
Dari persamaan (A.1) didapat
F6 = 20,72 – R
F6= 20,72 – 1,04 Kmol/jam
F6 = 19,68 Kmol/jam
F6 = 4.999,52 Kg/jam
Perbandingan Recycle terhadap umpan;
mol
mol
F
R0528,0
68,19
04,1
6
kg
kg
F
R0528,0
52,4999
13,263
6
mol
mol
PET
R
produkmol
recyclemol4,7
1403,0
04.1
F. 6
Tabel F. 1 Neraca Masa Pada Reaktor 302
Komponen
Masuk (Kg/jam) Keluar (Kg/jam)
Aliran 6 R Aliran 9 Aliran 8
kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam kmol/jam kg/jam
BHET 19.68 4,999.52 1.04 263.13 1.04 263.13
EG 19.54 1,211.64
PET 0.1403 3787.878
Jumlah 19.68 4,999.52 1.04 263.13 19.54 1,211.64 1.18 4,051.01
Total 5,262.65 5,262.65
b. Neraca Energi di sekitar reaktor 302
Kondisi reaksi di reaktor adalah :
P = 0,1 atm
T = 275 oC (548 K)
T ref = 25 oC (298 K)
Dalam menghitung neraca energi di reaktor digunakan langkah perhitungan
seperti pada gambar berikut:
T in
ΔHumpan
ΔHR 298
ΔHproduk
ΔHtotalT out
Qtotal = ΔHtotal
F. 7
= ΔHumpan + ΔHR(298) + ΔHproduk
Menghitung Qumpan :
Qumpan BHET
Qumpan = m T
Tref
dTCp
TabelF.2, Konstata kapasitas panas BHET
A B C D
8,9007e+004 8,4639e+002 0 0
CP = A + BT + CT2 + DT
3 (Perry,1997)
Maka,
T
Tref
443322
ref )(4
)(3
)(2
B )T-A(T dTCp refrefref TT
DTT
CTT
Tref = 25 oC = 298 K
T = 275 oC = 548 K
Komponen Aliran 6 Aliran R
Laju total
(m) ∫Cp dT Q
Kg/jam) (kg/jam) (kmol/jam) (J/Kmol) (J/jam)
BHET 19,68313526 1,035954488 20,71908975 -111757493 -2315513518
Maka panas umpan masuk reaktor 302 adalah (-) 2 315 513,52 kJ/jam
F. 8
Polyethylene terphthalate (PET)
Ethylene glycol
Menghitung Qreaksi (ΔHR )
140 HOCH2CH2OOC COOCH2CH2OH 139 HOCH2CH2OH +
HOCH2CH2----OOC COOCH2CH2---OH
Jika disederhanakan lagi menjadi
ΔHR = ΣHR Produk – ΣHR reaktan
ΔHf(298) BHET = -442819 Btu/lbmol = -4.051,29 kJ/Kg (Perry,1997)
ΔHf(298) EG = -6318,9 kJ/kg
ΔHf(298) PET = -466.089,893 kJ/kg
Massa bereaksi:
EG = 1211,637569 kg/jam
PET = 3787,878788 kg/jam
BHET = 4999,516357 Kg/jam
Panas reaksi pembentukan 1211,64 Kg EG (298) selama1 jam reaksi adalah
= ΔHf(298) EG x Massa EG yang bereaksi
= - 6318.9 kJ/kg x 1211,64 kg
= - 7 656 216,637 KJ
Panas reaksi pembentukan 3787,88 Kg PET (298) selama1 jam reaksi adalah
= ΔHf(298) PET x Massa PET yang bereaksi
= - 466.089,893 kJ/kg x 3787,88 kg
bi-(hydroxyethyl) terephtalate (BHET) (l)
(l)
(g)
140
140 C12O6H14
(BHET)
+
139 C2O2H6
(EG)
C2O2H6 (C10O4H8)140
(PET)
F. 9
= - 1 765 492 020 KJ
Panas reaksi pembentukan 4.999,52 Kg BHET (298) selama1 jam reaksi adalah
= ΔHf(298) BHET x Massa BHET yg terbentuk
= - 4.051,29 kJ/Kg x 4.999,52 Kg
= - 20.254.505,38 KJ
Menghitung Qproduk
Qproduk = m T
To
dTCp
To = 298 K (25oC)
T = 548 K (275oC)
Tabel F.3. Kostata Kapasitas panas zat
Komponen A B C D E
EG 3.55E+04 4.37E+02 -1.85E-01 0 0
BHET 8.90E+04 8.46E+02 0 0 0
139 C2O2H6
(EG)
140 C12O6H14
(BHET)
417 H2
281O2
+
+
ΔHR(298) = -1.765.492.020 Kj
980 H2
420 O2
1680 C
+
ΔHR(298) = (140)x20.254.505,38 Kj
1402 C
+
ΔHR(298) = (139)x-7.656.216,64 Kj
563 H2
139O2
278 C
+
+
+
ΔHR(298) = 5.925.004,49Kj
C2O2H6 (C10O4H8)140
(PET)
140 C12O6H14
(BHET)
+
139C2O2H6
(EG)
C2O2H6 (C10O4H8)140
(PET)
F. 10
Tabel F.4, Kostata Kapasitas panas zat
Komponen
Lajumol ∫Cp dT Q
(Kmol/jam) (J/kmol) (J/jam)
EG 19.54254144 46564578.14 909990198
BHET 1.035954488 111757492.5 115775675.9
PET 0.140593823 54629400 7680556.212
Total 1033446430
Jadi panas produk yaitu (QProduk) = 1.033.446,430 kJ/jam
ΔH total = Qumpan + ΔHreaksi + Qproduk
= - 2.315.513,52 + 5.925.004,491+ 1.033.446,430 kJ
= 4.642.937,404 KJ
Dari perhitungan di atas dapat diketahui total panas reaksi 4.642.937,404 kJ.
Artinya reaksi bersifat endotermis. Untuk menjaga temperatur reaktor tetap
543 K (275 oC) , panas ini harus ditambahkan kedalam reaktor dengan proses
transfer panas dari steam.
Menghitung jumlah steam yang dibutuhkan:
T in = 350 oC (623 K)
T out = 300 oC (573 K)
Cp stem dT = 311,71 kJ/kg
m steam =
dT Cp
Q
OH2
F. 11
Polyethylene terphthalate (PET)
Ethylene glycol
=
Kg
kJ 311,71
jam
kJ 4044.642.937,
= 14.895 kg/jam
jadi dibutuhkan steam sebanyak 14895 kg dalam 1 jam operasi.
Tabel.F.5, Neraca energi RE-302
Panas masuk Panas keluar Panas reaksi
Panas
Generation ACC
Item (Kj) Item (KJ) Item (Kj) (Kj) (Kj)
H umpan
H trasfer
2.315.513,52
4.642.937,40
H produk 1.033.446,43
H R 5.925.004,49 0 0
Persamaan reaksi
x HOCH2CH2OOC COOCH2CH2OH (x-1) HOCH2CH2OH +
HOCH2CH2----OOC COOCH2CH2---OH
)(1k2
K
CCCr CB
AA ……………………………… (1)
k1 = 10,44 . L/Kmol min pada suhu 275 oC (Caspanelli,1994)
bi-(hydroxyethyl) terephtalate (BHET)
(l)
(l)
(g)
(A) (B)
(C)
140A (C) 139B + (l) (l) (g)
k1
k2
x
F. 12
2
1
k
kK = konstata kesetimbangan
A
ac
ca
b
B
C
CCK
)()( ……………………..(fogler,1999)
A
cB
C
CCK
1401
140139
)()(
V
molV
mol
V
mol
KA
cB 1401
140139
)()(
V
V
mol
molmolK
A
CB
1
1)()(
1401139
1401
140139
A
CB
mol
molmolK
1401
140139
)()(
1406,0
)543,19()036,1( 1401
140139
K
1406,0
058,1K
K = 7,525
Berdasarkan stoichiometry dengan kondisi isotermal
)1(
)1(
X
XCC AoA
………………(1.1)
)1(
)(
140
1
X
XCC Ao
c
……………….(1.2)
oo
Ao
BT
T
P
P
X
XCC
)1(
)(
140
139
………………(1.3)
Sehingga persamaan (1) menjadi
F. 13
))1(
)(
140
1
)1(
)(
140
139
)1(
)1((1k
2
K
X
XC
T
T
P
P
X
XC
X
XCr
Ao
oo
Ao
AoA
X
KT
T
P
P
X
CAoX
X
XCkr
oo
AoA
1
)140(
139
)1(
)(
)1(
)1(1)(
2
22
KT
T
P
P
X
XX
X
CAokr
oo
A
1
)140(
139
)1()1(
)1(1)(
2
22
2
………….(2)
Neraca Massa
Neraca massa A pada elemen volume pada keadaan stedystate:
(Rate of mass input) – (Rate of mass output)+ (Rate of mass generation) =
(Rate of mass accumulation)
0 ΔW r)(F )(F AAA WWW ……………… (3)
W
W-W)(W F r AA
……………. (4)
dW
dF)( A Ar …………(5) persamaan 1-14 fogler
dW
dF)( A Ar
waktu
AmolcatalystofmassWrA )(.
Catalyst)of(masswaktu
Amol)(
D
ΔW
W+ΔW
W
FA(W+ΔW)
FA(W )
Gambar F.3. Elemen Volum Reaktor
F. 14
FA = FA0 (1- xA) = CAovo
dW
)1(dF)(
A Ao
A
Xr
dW
dX)( A
AoA Fr ……………(6)
Persamaan (2) dengan (6) menjadi
KT
T
P
P
X
XX
X
CAok
dW
dXF
oo
A
Ao
1
)140(
139
)1()1(
)1(1
2
22
2
KT
T
P
P
X
XX
X
CAok
dW
dXvC
oo
A
oAo
1
)140(
139
)1()1(
)1(1
2
22
2
2
KT
T
P
P
X
XX
X
CAo
v
k
dW
dX
ooo
A 1
)140(
139
)1()1(
)1(
12
22
2 ……………(7)
Untuk kasus reaktor packed bed berlaku persamaan ergun (Bird, 1960)
75,1)-150(1
)-1
(G
- dh
dP3
G
DDg ppc
………………(8)
Dengan :
P = tekanan (lb/ft2)
h = tinggi tumpukan katalis (ft)
gc = 32,174 lbm.ft/h2. Lbf (conversion factor)
= 4,17 x 108 lbm ft/h
2.lbf
Dp = diameter katalis pada bed (ft)
Ф = porosity = bed volumetotal
(kosong) udara volumetotal
1 - Ф = bed volumetotal
katalis volumetotal
µ = viscosity gas yang melewati bed (lbm/ft.h)
F. 15
G = ρυ = superficial mass velocity (g/cm2.s) atau (lbm/ft
2. H)
ρ = gas density (lb/ft3)
υ = supervicial velocity = volumetric flow/ luas area pipe (ft/h)
karena kondisinya stedy state maka lajua alir massa keluar reaktor (m)sama
dengan lajua alir massa keluar reaktor (mo)
mmo
oo
o
o
T
To
o
o
oF
F
T
T
P
P
Sehingga,
T
To
o
o
o
o
o
F
F
T
T
P
P
To
To
o
o
F
F
T
T
P
P
1 …………………………..(9)
Persamaan (8) dan (9) menjadi
75,1)-150(1
)-1
(1
G-
dh
dP3
GD
Dg
F
F
T
T
P
Pp
pc
To
To
o
o
To
To
oppco F
F
T
T
P
PG
DDg
75,1
)-150(1)
-1(
G-
dh
dP3
To
To
o F
F
T
T
P
P
-
dh
dPo ……………………………………(10)
F. 16
Dimana, 75,1)-150(1
)-1
(G
3o
G
DDg ppco
Massa katalis = Volume katalis x density katalis
W = (1-Ф)Ac Z x ρc
h = )Ac-(1c
W
)Ac-(1c
dW
dZ …………………………..(11)
Persamaan (10) dan (11) menjadi
To
To
o F
F
T
T
P
P
-
)Ac-(1c
dW
dPo
To
To
o F
F
T
T
P
P
)Ac-(1c
dW
dP o
P)Ac-(1c
2
o
o
To
To
o
o
F
F
T
T
PP
P
2
dW
dP
)1( 2
dW
dPX
T
T
PP
P o
o
o
…………….(12)
dimana To
T
F
F = )1( X
P)(X, F dW
dP2
KT
T
P
P
X
XX
X
CAo
v
k
dW
dX
ooo
A 1
)140(
139
)1()1(
)1(
12
22
2 ……….(7)
F. 17
P)(X, F dW
dX1
Asumsi Kondisi opersi Isotermal To = T
Untuk kondisi isothermal 0
Maka persamaan (12) dapat disederhanakan menjadi
o
o
PP
P
2
dW
dP
dW
)d(P/P2 o
oP
P
dW
)2d(P/Po
W 1
2
oP
P
1/2 W) 1(
oP
P
P)Ac-(1c
2
o
o
W = (1-Ф)Ac Z x ρc
1/2
o
c))Z)Ac-(1 P)Ac-(1c
o2 1(
oP
P
2/1
oP
Zo2 1
oP
P…………………………(13)
75,1)-150(1
)-1
(G
3o
G
DDg ppco
Karena isotermal, maka persamaan (7) menjadi
F. 18
KP
PXX
CAo
v
k
dW
dX
oo
A 1
)140(
139
)1()1(
)1(
12
22
2…….(14)
Persamaan (13) & (14)
KXX
v
Ck
dW
dXAA
o
AoA 1
P
Zo2 1
)140(
139)1(
12/1
o
2
22 ………..(15)
Missal K
M1
P
Zo2 1
)140(
1392/1
o
2
22)1(1
AA
o
AoA XMXv
Ck
dW
dX
222)21(1
AAA
o
AoA XMXXv
Ck
dW
dX
12)1(1 2
AA
o
AoA XXMv
Ck
dW
dX
o
AoA
AAv
Ck
dW
dX
XXM
1
12)1(
12
dWv
CkdX
XXM o
Ao
A
AA
1
12)1(
12
dWv
Ck
XXM
dX
o
Ao
AA
A
XA1
)12)1(2
0
………………….(16)
Menghitung nilai h
Dari persamaan (13) didapat
)(1o2
P 2o
oP
Ph
Menghitung nilai βo
F. 19
75,1)-150(1
)-1
(G
3o
G
DDg ppco
µ = viscosity gas/uap yang melewati bed (lbm/ft.h)
Komponen
Laju masa
(Kg/jam)
Laju mol
(Kmol/jam) A B C
D
EG 4067.85 65.610484 8,6706 10-8
0,83923 75,512 0
T = 275 oC = 548 K
Viscositas uap (pascal/s) =
2
B
1
A.T
T
D
T
C
0548
512,751
(548))(8,6706.10 0,83923-8
1378,01
1,724.10 -5
510.515,1 pascal/s = 1,515 . 10-5
kg/m s = 1,515 . 10-2
cp = 0,3164 .10-8
lbf.s/ft2
G = ρυ = superficial mass velocity (g/cm2.s) atau (lbm/ft
2. H)
ρ = gas density (lb/ft3)
υ = supervicial velocity = volumetric flow/ luas area pipe (ft/h)
Menghitung gas density
Komponen Laju masa Laju mol Xi Tc Pc Tc.Xi Pc.Xi
EG
4067.85 65.61048
4 0,9667 446,85 83,09 31,98818 12,37376
F. 20
a. Menentukan volume specific (Vs) uap
Suhu operasi = 275 0C = 548
0K
Tekanan operasi = 0,001 atm
Menentukan harga Z
Tr = T/Tc
Pr = P/Pc
Dimana Tc = Suhu kritis (0Kelvin)
Pc = Tekanan kritis (atm)
Tc campuran = Tci . Xi
40942,36
543Tr = 14,9137
5236,13
7Pr = 0,5176
Berdasarkan gambar 3-11 Smith dan Van Ness edisi 3, maka Z diselesaikan
dengan menggunakan persamaan matematis.
Z = 1 + TrTcR
PcB Pr
.
.
Dimana TcR
PcB
.
. = B
0 + B
1
B0 = 0,083 -
6,1
422,0
Tr
= 0,083 - 6,114,9137
422,0
= 0,083 – 0,005592
= 0.0774
F. 21
B1 = 0,139 -
2,4
172,0
Tr
= 0,139 - 2,414,9137
172,0
= 0,139 - 0,00000203
= 0,13899797
= asentrical factor dapat dilihat pada Appendix B Smith dan Van Ness 3th
Edition
Komponen Fraksi mol (Xi)
EG 1 0,487
jadi
= 0,484
B0 + .B
1 = 0.0774+ (0,487. 0,13899797)
= 0,145
Z = 1 + TrTcR
PcB Pr
.
. Dimana
TcR
PcB
.
. = B
0 + B
1
Z = 1 + 0,145 (0,5176/14,9137)
= 1,005
Vs = P
ZRT
= atm
KxKkgmol
atmmxx
1,0
548)10057,82(005,1 33
= 45 1,92072 m3/kgmol
F. 22
b. Menentukan berat jenis uap dan padatan
Berat jenis uap (v)
Komponen Fraksi mol (Xi) BM
EG 1 62
BM uap = 62 kg/kmol
uap = BM /volume spesifik uap
= 62 kg/kmol/45 1,92072 m3/kmol
= 0, 1372 kg/m3
Menghitung supervicial velocity
a. Laju alir volumetric uap/gas
Massa uap = 4108,5285 Kg/jam
Laju alir Volumetric uap = massa uap/densitas uap
=
31372,0
)(5285,4108
mkg
jamkg
= 29.947,2446 m3/jam
b. Luas permukaan pipa
4
2DA
asumsi D = 2 m
4
)2(14,3 2
A
A = 3,14 m2
Supervicial velocity (υ ) = permukaanLuas
uapvolumetrikalirlaju
F. 23
Supervicial velocity (υ ) = 2
3
14,3
46,2994724
m
jamm
Supervicial velocity (υ ) = jam
m9044,953733
G = ρυ
G = 0, 001372 kg/m3.
jamm9044,953733 =1 308,52 kg/m
2 jam
Menghitung porositas
Data katalis
Katalisator yang digunakan adalah Sb2O3 dengan spesifikasi sebagai berikut :
Nama katalis : Antimony
Bentuk katalis : Butiran
Diameter partikel katalis rata-rata (Dp) : 8 mm (patent 3431243)
Porosity (Ф) : 0,8
1 - Ф = bed volumetotal
katalis volumetotal
75,1)-150(1
)-1
(G
3o
G
DDg ppco
jam kg/m48,130810.8
s kg/m 10 . 1,515)8,0-150(1)
8,0
8,0-1(
10.8
jam kg/m308,481 2
3
-5
33
2
o
mmg co
gc= 4,17 x 108 lbm ft/h
2.lbf
gc= 4,17 x 108 lbm ft/h
2.lbf
2/4482,4
1.
2808,3
1.
45359,0
skgm
lbf
ft
m
lbm
kg
gc = 0,1296 . 108 s
2/jam
2
F. 24
jam kg/m48,13081
3600 s kg/m 68125,5
10.8 /jams 10 . 0,1296
jam kg/m63,890625 2
3228
2
o
jam
s
mmo
Tabel F.6, komposisi umpan masuk reactor (pada saat t=0 s)
Komponen
Laju mol
(Kmol/jam)
fraksi mol
(x) A B C
Pi
(atm)
ΣxPi
(atm)
BHET 19.68314 0,9957 0 0 0 0 0
H2O 0.084175 0,0043 18,304 3816,4 -46,13 58,342 0,251
Total 19.76731 1 0,251
T = 548 K
exp
CT
BAPi
)13,46548(
4,3816304,18exp2
OHP
6996,10expoP
90,44339oP mmHg
Po = 58,342 atm
Po = Σ ii xP
Po = 0,251 atm = 0,254. 105 Kg/ms
2
Menghitung densitas (ρo)
Komponen Tc (K) Pc (bar)
H2O 647,1 220,55 0,345
F. 25
Menentukan volume specific (Vs) uap
Suhu operasi = 275 0C = 548
0K
Tekanan operasi = 0,001 atm
Menentukan harga Z
Tr = T/Tc
Pr = P/Pc
Dimana Tc = Suhu kritis (0Kelvin)
Pc = Tekanan kritis (atm)
1,647
548Tr = 0,847
55,220
001,0Pr = 0,00000459
Berdasarkan gambar 3-11 Smith dan Van Ness edisi 3, maka Z diselesaikan
dengan menggunakan persamaan matematis.
Z = 1 + TrTcR
PcB Pr
.
.
Dimana TcR
PcB
.
. = B
0 + B
1
B0 = 0,083 -
6,1
422,0
Tr
= 0,083 - 6,10,847
422,0
= 0,083 – 0,5504
= -0,467
B1 = 0,139 -
2,4
172,0
Tr
F. 26
= 0,139 - 2,40,847
172,0
= 0,139 - 0,345
= -0,2065
jadi
= 0,345
B0 + .B
1 = -0,467+ (0,345. (-0,2065))
= -0,538
Z = 1 + TrTcR
PcB Pr
.
. Dimana
TcR
PcB
.
. = B
0 + B
1
Z = 1 + (-0,538) (0,00000459/0,847)
= 1,000003
= 1
b. Menentukan volume spesifik uap (Vs)
Vs = P
ZRT
= atm
KxKkgmol
atmmxx
1,0
548)10057,82(1 33
= 44 9,67236 m3/kgmol
Tabel F.7, komposisi umpan masuk reactor (pada saat t=0 s)
Komponen
Laju massa
(Kg/jam)
fraksi
massa (w) BM
ρ
(kg/m3)
ρwi
(kg/m3)
BHET 4999.516 0,9997 254 355,758 355,65
H2O 1.515152 0,0003 18 2498,18 0,75
Total 5001.032 1 356,4
F. 27
jadi
3o 4,356m
kg
Maka,
jam kg/m98,2176010.8 /jams10 . 0,1296kg/m 356,4
jam kg/m63,890625 2
32283
2
om
22
o /555,3762 smkg
Jadi
)(1o2
P 2o
oP
Ph
)10.254,0
325,101(1
)m/kg555,37622.(
kg/ms 10.0,254 2
522
25
sh
mh 375,3
Menghitung nilai M
KM
1
P
Zo2 1
)140(
1392/1
o
2
525,7
1
mskg
.100,254
m 3,375sm
kg3762,5552
1)140(
139
2/1
25
22
2
M
525,7
10,010500709,0M
0000099,0M
M = 0
Dengan demikian persamaan (16) menjadi
P = 0,001 atm= 101,325 kg/ms2
Po = 0,251 atm = 0,254. 105 Kg/ms2
F. 28
dWv
Ck
XX
dX
o
Ao
AA
A
XA1
)12)01(2
0
dWv
Ck
XX
dX
o
Ao
AA
A
XA1
)12(2
0
dWv
Ck
X
dX
o
Ao
A
A
XA1
)1( 2
0
Missal Y = XA-1
1AdX
dY
dY = dXA
Sehingga,
dWv
Ck
Y
dY
o
Ao
y1
2
0
dWv
CkdYY
o
Ao
y1
0
2
Wv
CkY
o
Ao1
)12(
1 )12(
Wv
Ck
Y o
Ao11
Wv
Ck
X o
Ao
A
1
)1(
1
Wv
Ck
X o
Ao
A
1
)1(
1
)1(1 AAo
o
XCkW
F. 29
)95,01()5,10()min
.44,10(
min60
1.032,5001
Lkmol
kmolL
jam
jamKg
W
W = 15 Kg
Vkatalis = )(
)(
katalis
katalis
Densitas
WmasaVk
3/67,5
15
mKg
kgVk
Vk = 2,6455 m3
Vk = A h
ZD
Vk4
2
mD
m 375,34
14,36455,2
23
D = 1 m. (nilai d tidak sama dengan nilai D asumsi, maka harus dilakukan triel
sampai didapatkan nilai D sama dengan nilai D asumsi)
iterasi nilai D
asumsi D 1.686093576
G 1841.10254
βo 6270.375736
h 2.025396967 m
W 15.20717631 Kg
Vk 2.682041677 m3
D 1.686885907 Hasil iterasi
D-D0 0.000792332 Selisih
Setelah dilakukan traiel dengan menggunakan program solver, didapat nilai
F. 30
D = 1, 69 m. jadi diameter kolom bed = 1,69 m = 429,26 in
Menentukan masa degradasi katalis (waktu pertukaran katalis)
Pada patent 2465319 dinyatakan bahwa katalis (antimony) yang dibutuhkan
yaitu 0,025%-0,1% berat PET. Dari ktenetuan ini diambil rata-rata jumlah
katalis yang dibutuhkan yaitu
Rata-rata jumlah katalis yang dibutuhkan
2
minimumjumlah maksimumJumlah
2
%025,00,1%
2
%250,1
beratPET%0625,0
jamKgx /88,3787%0625,0
jamKg /367,2
s
jam
jam
Kg
3600
1367,2
sKg /0006576,0
min/04,0 kg
Waktu pertukaran katalis = katali degradasilaju
katalis massa
=
minkg
0,04
kg 15,207
= 380 min
= 6 jam 33 menit
F. 31
= 6, 5 jam
kV
V F= Space velocity (SV)
SV = kV
V F=
3
3
m
kgmol
m
jam
kgmol
SV = τ
1 =
kV
V F
3
3
2,68m
)kmol
m(1,1 jam
kmol20,8
τ
1
jam53,8
τ
1
τ = 0,117 jam
Menghitung Tebal Dinding Reaktor
Tebal shell dihitung dengan persamaan 13.10 Brownell & Young :
C0,6p fE
prits
Dengan
ts = tebal shell, inchi
p = tekanan desain reaktor, psi
E = efisiensi pengelasan
ri = jari-jari dalam shell, inchi
f = tensile strength, psi
p = tekanan dalam shell
C = corrosion allowanced
Menghitung tekanan desain :
F. 32
Menghitung tekanan desain dengan factor keamanan 20%:
pd = 1,2x Pdesain
= 1,2 x 0,015
= 0,018 psi
Spesifikasi bahan yang digunakan Hastelloy Tipe A 517 F (Tabel 23.7 Perry
6th
, 1984).
Tensile strength (f) = 33730 psi
Efisiensi sambungan (E) = 0,75 (Single welded butt joint without
backing strip)
Corrosion allowanced = 0,125 in
ts = 0,018) x 0.6 - 0.75 x 33730 (
x29.6650,018 + 0,125
= 0,125 in
ts = 1/8 in
Dari data, diketahui dimensi yang tersedia di pasaran ketebalan yang paling
rendah yaitu 3/16 in. maka disini diambil plate dengan ketebalan 3/16 in.
Dari Tabel 5.7 Brownell diperoleh :
Radius pojok head (icr) = 416
7=4,4375
Radius head ( r ) = 180
Menghitung Stress-intensification factor for torispherical dished heads
5.0
34
1Wicr
r (Pers. 7.76 Brownell &Young, 1959)
5.0
4375,41803
41W
F. 33
W = 2,3422
Menghitung Tebal dan Diameter Bottom Reaktor
Digunakan Torispherical Dished (Tekanan operasi > 200 psi)
Tebal bottom dihitung dengan persamaan :
C0,2P2fE
P.r.Wt h
(Pers. 7.77 Brownell &Young, 1959)
125,0018,00.20.75337302
2,3422081 0,018t h
th = 0,125 in
dipilih tebal standar = 3/16 in
Keterangan :
th = Tebal vessel, inchi
p = Tekanan desain reaktor, psi
E = Efisiensi pengelasan, 0,75
d = Diameter dalam shell, inchi
f = Tensile strength, psi
C = Corrosion allowanced, 0,125 in
V = Stress-intensification factor
Dari Tabel 5.7 B & Y untuk OD = 30 in dan th = 3/16 in :
icr : inside radius corner = 1 7/8 in
r : radius dish = 30 in
Dari Tabel 5.8 B & Y untuk th = 3/16 in
sf : straight flange = 2 in = 0,0508 m,
sehingga
F. 34
Diameter Bottom = OD + 24
OD + 2 sf + 2/3 irc (Persamaan 5.12 B & Y,
1959)
= 35,5 in = 0,9017 m
Spesifikasi Bottom :
t
a
ID
r
sf
OA
icr
B
b=depth
of dish A
OD
C
Gambar.F.4. Spesifikasi bottom
Keterangan :
th = Tebal bottom (in)
icr = Inside corner radius ( in)
r = Radius of dish( in)
sf = Straight flange (in)
OD = Diameter luar (in)
ID = Diameter dalam (in)
b = Depth of dish (in)
OA = Tinggi bottom (in)
F. 35
Menghitung Spesfikasi bottom :
Depth of dish (b)
22
2icrIDicrrcrcb
(Brownell and Young, 1959.hal.87)
= 4,8678 in
Tinggi bottom (OA)
OA = th + b + sf
= (3/16 + 4,8678 + 2) in
= 7,0553 in
= 0,1792 m = 0,5879 ft
Tinggi kolom yang dibutuhkan sebagai tempat umpan reaktan pada kolom fixed
bed adalah (ho):
(ho) = A
tvo
vo = Lajua alir volumetric umpan reaktan
t = waktu tinggal reaktan
A = Luas penampang kolom fixed bed
Katalis Gambar F.5. Komposisi dalam fixed bed
Reaktan (vo)
Produk (v)
F. 36
4
)69,1(
117,0./032,142
3
m
jamjammho
ho = 0,724 m
Tinggi kolom yang dibutuhkan sebagai tempat produk reaksi pada kolom fixed
bed adalah (hp):
A
tvhp
.
vo = Lajua alir volumetric produk reaksi
t = waktu tinggal
A = Luas penampang kolom fixed bed
4
)69,1(
117,0./505,32
3
m
jamjammhp
hp = 0,1829 m
Menghitung Tinggi fixed bed Reaktor
Tinggi Reaktor = Tinggi kolom bed katalis + tinggi kolom reaktan + tinggi
kolom produk +tinggi bottom
= 2,0254 m + 0,724 m + 0,1829+ 0,1792 m
= 3,111 m
B. Kolom Distilasi
Fungsi : Memisahkan produk utama Polyethylene terephtalate (PET) dari
produk samping ethylene glikol
Penentuan Tipe Kolom Distilasi
F. 37
Dalam perancangan menara distilasi ini dipilih jenis Tray dengan
pertimbangan diameter kolom lebih dari 2 ft (Ulrich, 1984). Sedangkan jenis
Tray yang digunakan adalah Sieve Tray dengan pertimbangan :
1) Pressure drop rendah dan efisiensi tinggi
2) Lebih ringan dan murah karena pembuatannya lebih mudah
3) Biaya perawatan murah karena mudah dibersihkan.
Penentuan Bahan Konstruksi :
Dipilih bahan konstruksi jenis Stainless steel Grade SA-240 tipe 304 dengan
pertimbangan :
1) Mempunyai allowable stress yang besar
2) Struktur kuat
3) Harga yang relatif lebih murah
Asumsi-Asumsi Yang Digunakan Pada Perancangan Menara Distilasi
Asumsi-asumsi yang digunakan pada perancangan menara distilasi ini adalah
sebagai berikut :
1. Fase cair dianggap sebagai larutan ideal.
2. Fase uap dianggap sebagai gas ideal.
3. Pada setiap plate terjadi keseimbangan fase uap-cair.
4. Tidak ada panas yang masuk dari atau ke lingkungan.
5. Penurunan tekanan tiap plate tetap.
6. Panas pencampuran dan panas pengenceran diabaikan.
F. 38
Pada perancangan ini digunakan kondensor total, dimana uap masuk pada dew
point. Untuk kondensor total, komposisi uap yang terembunkan sama dengan
komposisi uap yang masuk.
Pada bagian bottom digunakan jaket pemanas, dimana hanya sebagian cairan
yang teruapkan. Hal ini dipilih karena proses transfer panas yang dibutuhkan
tidak ter lalu besar yaitu manaikan suhu dari 270 menjadi 275 oC.
Data – Data Yang Dipergunakan Dalam Perancangan Menara Distilasi
1) Data Tekanan Uap
Tekanan uap didekati dengan persamaan dari Perry 1997. Persamaan yang
digunakan adalah sebagai berikut :
Esat DTTln . C
T
BAexpP ………………(C.94)
Keterangan :
A, B, C, D, E = konstanta tekanan uap
T = temperatur absolut, K
Psat
= tekanan uap, Pa
Tabel.F.8, Data Tekanan Uap.
Komponen A B C D E
H2O 72,55 -7206,7 -7,14 4,05.10-6
2
EG 84,09 -10411 -8,1976 -1,6536.10-18
6
BHET 187 -2,54.104 -21,2 2,23.10
-18 6
(Perry 1997)
F. 39
2) Data Viskositas
Viskositas didekati dengan persamaan dari Perry 1997. Persamaan yang
digunakan adalah sebagai berikut :
EDTTln . C
T
BA expμ ………………(C.95)
Keterangan :
µ
= viskositas
A, B, C, D, E = konstanta viskositas
T = temperatur absolut, K
Tabel F.9. Data Viskositas.
Komponen A B C D E
H2O -51,964 3670,6 5,7331 -5,35.10-29
10
EG -293,07 17494 40,576 0 0
(Perry,1997)
Viskositas campuran dihitung dengan persamaan Coulson 8.11 volume 6 :
i
i
m
www
2
2
1
11 ………………(C.96)
Keterangan :
μm = viskositas campuran
w1, w2, wi = fraksi massa komponen 1, 2 dan i
μ1, μ2, μi = viskositas komponen 1, 2 dan i
3) Data Panas Laten
Panas laten didekati dengan persamaan 4.13 Smith :
F. 40
0,38
rn
r2
n2T1
T1ΔHΔH
………………(C.98)
Keterangan :
ΔH2 = entalpi penguapan pada T tertentu
ΔHn = entalpi penguapan pada T boiling point
Tr = temperatur reduksi, dimana Tr = cT
T
Tabel F.10. Data temperatur kritis, tekanan kritis dan panas laten saat
boiling point.
Komponen Tc (K) Pc (bar) Tn (k) n (Kj/kg)
H2O 647,20 221,182 373 2256.83
EG 719 82 470,3 846.0124
(Perry,1997)
Langkah – Langkah Perhitungan Menara Distilasi
1. Menentukan Kondisi Operasi Menara Distilasi
Dalam perhitungan kondisi operasi menara distilasi MD-301 ditetapkan :
Temperatur bawah kolom (bottom) = 195oC.
Asumsi Pressure drop per tray = 7 mmHg (0,0092 atm)
a. Menghitung bubble point bottom
Trial P → Ki = P
Psat
→ i = HK
i
K
K →
ii xα
1= KHK → P kondisi operasi
F. 41
ii xα
1≠ KHK → Ulangi trial P
Temperatur = 195oC = 468,15 K
P trial = 32440 Pa = 0,3202 atm
Hasil trial untuk menentukan kondisi bottom tertera pada Tabel C.60
berikut.
Dari Trial didapat :
KHK = ii xα
1 =
0071,1
1= 0,9929
T = 516.18 K = 243,18 o
C
Komponen kg/jam Kgmol/Jam Xi Po K, Po/P
Y,
K*Xi α
EG 1211.64 19.52054132 0.2794 2718.1282 3.5765 0.9994 2718.1282
BHET 263.13 14.6021 0.2090 1.0000 0.0013 0.0003 1.0000
PET 3787.88 35.7347 0.5115 1.0000 0.00132 0.0007 1.0000
5262.65 69.85736707 1.0000
1.0003
b. Menghitung bubble point feed
Trial T → Ki = P
Psat
→ i = HK
i
K
K →
ii xα
1= KHK → T kondisi operasi
ii xα
1≠ KHK → Ulangi trial T
F. 42
T trial = 141,6551 oC = 414,8051 K
Tekanan = 25507,24 Pa = 0,2517 atm
Hasil trial untuk menentukan kondisi bubble feed tertera pada Tabel C.61
berikut.
Tabel F.11. Hasil trial untuk menentukan kondisi bubble umpan.
Komponen kgmol/jam xi Psat
(Pa) Ki
H2O 1,5768 0,0177 378375,0159 14,8340
C3H8O2 LK 82,6479 0,9261 20066,4389 0,7867
C6H14O3 HK 4,6875 0,0525 4415,0123 0,1731
C9H20O4 0,3272 0,0037 1423,6875 0,0558
Total 89,2394 1,0000
Tabel F.12 Kondisi bubble Umpan
Komponen αi αi. xi yi
H2O 85,7019 1,5143 0,2621
C3H8O2 LK 4,5450 4,2093 0,7286
C6H14O3 HK 1,0000 0,0525 0,0091
C9H20O4 0,3225 0,0012 0,0002
Total 5,7774 1,0000
KHK = ii xα
1 =
7774,5
1= 0,1731
c. Menghitung dew point top
Trial : T → Ki = P
Psat
i =
HK
i
K
K→
HK
i
i Kα
y
→ T kondisi operasi
F. 43
HK
i
i Kα
y
→ Ulangi trial T
T trial = 139,3031 oC = 412,4531 K
Tekanan = 18574,474 Pa = 0,1833 atm
Hasil trial untuk menentukan kondisi top tertera pada Tabel C.62 berikut.
Tabel F.13. Hasil trial untuk menentukan kondisi dew point top.
Komponen kgmol/jam yi Psat
(Pa) Ki
H2O 1,5768 0,0187 354080,8639 19,0628
C3H8O2 LK 82,5653 0,9810 18262,9488 0,9832
C6H14O3 HK 0,0235 0,0003 3996,4182 0,2152
C9H20O4 0,0000 0,0000 1279,5716 0,0689
Total 84,1656 1,0000
Tabel F.14 Kondisi dew point top
Komponen αi yi αi. xi
H2O 88,5996 0,0002 0,0010
C3H8O2 LK 4,5698 0,2147 0,9977
C6H14O3 HK 1,0000 0,0003 0,0013
C9H20O4 0,3202 0,0000 0,0000
Total 0,2152 1,0000
i
iHK
α
yK = 0,2152
F. 44
2. Pengecekan Distribusi Komponen Dengan Metode Shiras
Suatu komponen terdistribusi atau tidak ditentukan dengan menggunakan
persamaan Shiras (Treybal, 1980) :
Persamaan Shiras :
Fx
.Dx
1α
αα
Fx
.Dx
1α
1α
.Fz
Dx
FHK,
DHK,
LK
iLK
FLK,
DLK,
LK
i
iF
iD.
………………(C.99)
Komponen i terdistribusi jika :
0,99FZ
Dx0,01
iF.
iD
Komponen i tak terdistribusi jika :
1,01FZ
Dxatau0,01
FZ
Dx
iF
iD.
iF.
iD
Relatif volatilitas rata-rata dapat diketahui dengan menggunakan persamaan
(Geankoplis, 1993):
bottomtopavg ………………(C.100)
Keterangan:
αavg = relatif volatilitas rata-rata
αtop = relatif volatilitas pada distilat
αtop = relatif volatilitas pada bottom
F. 45
Tabel F.15. Menentukan distribusi komponen.
Komponen ziF . F xiD.D αi,avg
Keterangan
H2O 1,5768 1,5768 62,0087 18,6025 tidak terdistribusi
C3H8O2 LK 82,6479 82,5653 4,2608 0,9990 terdistribusi
C6H14O3 HK 4,6875 0,0235 1,0000 0,0050 terdistribusi
C9H20O4 0,3272 0,0000 0,3393 -0,1964 tidak terdistribusi
Total 89,2394 84,1656
Berdasarkan tabel di atas terlihat pemilihan komponen light key dan heavy key
sudah benar.
Sehingga dari hasil perhitungan di atas dapat diketahui bahwa:
Light key = Ethylene glikol
Heavy key = Polyethylene terephtalate (PET)
Produk atas = Ethylene glikol 100%
Komponen tak terdistribusi = Air dan Polyethylene terephtalate (PET)
Menghitung Jumlah Plate
Blok diagram Reaktor Katalitik Distilasi dapat dilihat pada gambar di bawah
ini :
Gambar F.5. Reaktor Distilasi
F .z
D .x
iF
iD
Menara Distilasi
Reaktor Fixed Bed
F. 46
1). Penentuan suhu umpan
Ditentukan dengan trial T sehingga yi =1
Konstanta Antoine
komponen A B C
BHET 0 0 0
Ethylene glicol 20,25 6022,2 -28,25
PET 0 0 0
Tekanan uap
Tekanan uap tiap komponen dapat dihitung dari persamaan Antoine,
Fraksi mol (xi)
lumpan tota mol
komponen umpan molix
Ptot
PiiK
ii xK iy
Keterangan :
Po = Tekanan uap jenuh (mmHg)
Pi = Tekanan parsial (atm)
T = Temperatur (K)
A, B, C = Konstanta Antoine
C T
B A P
o
ln
F. 47
α = Volatilitas relatif
D = Distilat
B = Bottom
Ki = Faktor K komponen i
xi = Fraksi mol cairan
yi = Fraksi mol uap
Dari Trial didapat :
T = 516.18 K = 243,18 o
C
Komponen kg/jam Kgmol/Jam Xi Po K, Po/P
Y,
K*Xi α
EG 1211.64 19.52054132 0.2794 2718.1282 3.5765 0.9994 2718.1282
BHET 263.13 14.6021 0.2090 1.0000 0.0013 0.0003 1.0000
PET 3787.88 35.7347 0.5115 1.0000 0.00132 0.0007 1.0000
5262.65 69.85736707 1.0000
1.0003
2). Penentuan suhu atas
Ditentukan dengan trial T dew sehingga xiD =1
Dari Trial didapat :
P = 0.001 atm dan T = 321.67 K = 48.67 oC
Komponen kg/jam Kgmol/Jam Yi Po K, Po/P X, Yi/K α
EG 1211.6 19.520541 1.0000 0.7600 1.0000 1.0000 0.7600
BHET 0 0 0.0000 1.0000 1.3158 0.0000 1.0000
PET 0 0 0.0000 1.0000 1.3158 0.0000 1.0000
1211.6 19.520541 1.0000
1.0000
3). Penentuan suhu bawah
Ditentukan dengan trial T bubble sehingga yiB=1
F. 48
Dari Trial didapat :
P = 0.001 atm dan T = 321.39 K = 48.39 oC
Komponen kg/jam Kgmol/Jam Xi Po K, Po/P
Y,
Xi*K α
EG 1211.6 19.520541 0.9437 0.7457 0.9812 0.9259 0.7457
BHET 263.13 1.0359449 0.0501 1.0000 1.3158 0.0659 1.0000
PET 3487.9 0.1294588 0.0063 1.0000 1.3158 0.0082 1.0000
4962.7 20.685945 1
1.0000
4). Pemilihan Key Component
Pemilihan Key Component
Light key component = Ethylene Glicol
Heavy key component = PET
Cek distributted dan non-distributted component
Persamaan Shiras et. al
Fz
Dx
Fz
Dx
Fz
Dx
hkF
hkD
lk
jlk
lk
lk
lk
j
JF
JD
.
.
1.
.
1
1
.
.
jika :
01,0.
.
Fz
Dx
JF
JD atau 01,1.
.
Fz
Dx
JF
JD maka komponen j tidak terdistribusi
- 99,0.
.01,0
Fz
Dx
JF
JD maka komponen j terdistribusi
jika :
F. 49
Fz
Dx
lk
lk
lk
j
.
.
1
1
= R kiri ;
Fz
Dx
hkF
hkD
lk
jlk
.
.
1
= R kanan
Fz
Dx
JF
JD
.
. = R
Dengan :
α atas = HK
ATAS
Ki
Ki
α bawah =HK
BAWAH
Ki
Ki
α rata-rata = bawah .α atas α
didapat :
Komponen
alfa-
distilat
alfa-
bottom
Alfa-
average R Keterangan
Ethylene Glicol 0.76 0.7457 0.753 1 Tdk Terdistribusi (LK)
BHET 1 1 1 0 Terdistribusi (HK)
PET 1 1 1 0 Terdistrubusi (HK)
Penentuan Reflux Minimum
Penentuan reflux minimum ditentukan dengan persamaan Underwood
q
x
i
Fii 1
umpan pada cair jenuh q = 1
sehingga :
0
i
Fii x
Dari persamaan Underwood
F. 50
1
Rm
x
i
Dii
-3,37 = Rm + 1
Rm =-4,37
Karena disini terlihat nilai refluks minus, maka pada distilasi tidak dilakukan
refluks.
5). Penentuan stage minimum
Nm = -0.7 plate
Jumlah plat minimum = 0 plate
Keterangan:
Nm = jumlah plate minimum
(Xlk, Xhk)d = fraksi mol komponen light key dan heavy key distilat
(Xlk, Xhk)w = fraksi mol komponen light key dan heavy key bottom
α lk.avg = relatif volatilitas rata-rata light key
Dari perhitungan diatas terlihat tidak dibutuhkan plate pada menara distilasi.
Penentuan plate Aktual
(perrys,prs 13.31)
L
DR
avLK
WLK
wHK
DHK
DLK
m
Wx
Wx
Dx
Dx
N,
,
,
,
,
log
.
.
.
.log
5.0
min 1*
2.11711
4.5411
1
Exp
N
NN
F. 51
L
DR
53,4052
64,1211R
R = 0,3
)1(
min)(
R
RR
)13,0(
))37,4(3,0(
6,3
Dari kondisi ini maka dipilih jumlah plate teoritis (N) = 0
Menentukan volume reactor distilasi
dt
dXNaoVrA )( …………………………….(17)
Persamaan (17) dan (2) menjadi
5.0
min
)6,3(
1)6,3(*
)6,3(2.11711
)6,3(4.5411
1Exp
N
NN
865,111
)37,4(
N
N
)1(865,037,4 NN
37,4865,0865,1 N
8,2N
F. 52
KT
T
P
P
X
XX
X
VoNAo
k
dXdt
N
V
oo
Ao1
)140(
139
)1()1(
)1(1
2
22
2
KP
PXX
Vo
Nk
dXdt
N
V
o
AoAo 1
)140(
139)1(1
2
22
2
KP
PXX
dXdt
N
V
Vo
Nk
o
Ao
Ao
1
)140(
139)1(
1
2
22
2
KP
PXX
dXdt
V
VNk
o
o
Ao
1
)140(
139)1(
1
2
22
2
dtV
VNk
KP
PXX
o
Ao
o
2
2
22
11
)140(
139)1(
dX
Penyelesaian simson rule. Y =Δx/3 (Σf(X))
Σf(X) = yo + (4 x y1) + (2 x Y2) + (4 x y3) + y4
penyelesaian dengan persamaan simson rule
ΔX 0.2375
x Y 1/Y f(X)
0 1 0 0
0.2375 0.943593538 1.059778 4.239113
0.475 0.774374153 1.291365 2.582731
0.7125 0.492341844 2.031109 8.124436
Diselesaikan dengan simson rule
F. 53
0.95 0.097496611 10.25677 10.25677
Σf(X) 25.20305
Hasil simson rule 1.995241
1,995 = tV
VNk
o
Ao
21
tNk
VV
Ao
o
1
995,12
jamjamkmol
L
m
kmolL
mV
min60117,042,2
10
min44,10
77,2995,133
23
331,86 mV
Tinggi Reaktor
Tinggi reactor (h) =A
V
Tinggi reactor (h) =
4
2D
V
Tinggi reactor (h) =
4
)7,1(14,3
31,862
3
m
m
Tinggi reaktor (h) = 38 m
Tinggi Kolom distilasi = Tinggi Reaktor (h) – Tinggi reaktor fixed bed (z)
= 38 – 3,11 = 34,89 m
Menghitung Tebal dan Diameter Tutup Reaktor
Digunakan Torispherical Dished (Tekanan operasi > 200 psi)
F. 54
Tebal top dihitung dengan persamaan :
C0,2P2fE
P.r.Wt h
(Pers. 7.77 Brownell &Young, 1959)
125,0018,00.20.75337302
2,3422081 0,018t h
th = 0,125 in
dipilih tebal standar = 3/16 in
Keterangan :
th = Tebal vessel, inchi
p = Tekanan desain reaktor, psi
E = Efisiensi pengelasan, 0,75
d = Diameter dalam shell, inchi
f = Tensile strength, psi
C = Corrosion allowanced, 0,125 in
V = Stress-intensification factor
Dari Tabel 5.7 B & Y untuk OD = 30 in dan th = 3/16 in :
icr : inside radius corner = 1 7/8 in
r : radius dish = 30 in
Dari Tabel 5.8 B & Y untuk th = 3/16 in
sf : straight flange = 2 in = 0,0508 m,
sehingga
Diameter top = OD + 24
OD + 2 sf + 2/3 irc (Persamaan 5.12 B & Y, 1959)
= 35,5 in = 0,9017 m
Spesifikasi top :
F. 55
t
a
ID
r
sf
OA
icr
B
b=depth
of dish A
OD
C
Gambar.F.6. Spesifikasi tutup
Keterangan :
th = Tebal tutup (in)
icr = Inside corner radius ( in)
r = Radius of dish( in)
sf = Straight flange (in)
OD = Diameter luar (in)
ID = Diameter dalam (in)
b = Depth of dish (in)
OA = Tinggi tutup (in)
Menghitung Spesfikasi top :
Depth of dish (b)
F. 56
22
2icrIDicrrcrcb
(Brownell and Young, 1959.hal.87)
= 4,8678 in
Tinggi tutup (OA)
OA = th + b + sf
= (3/16 + 4,8678 + 2) in
= 7,0553 in
= 0,1792 m = 0,5879 ft
C. Merancang Koil Pemanas
Reaktor beroperasi secara isotermal. Karena reaksi endotermis, panas yang
dibutuhkan reaksi harus ditransfer (diserap) ke reaktor untuk mencegah
penurunan temperatur. Koil pemanas digunakan untuk menjaga temperatur
reaktor pada 275 oC.
Pertimbangan penggunaan koil :
Koil bisa langsung bersinggungan dengan fluida, sehingga trasfer panas
bisa efektif
Luas transfer panas koil bisa diatur
Panas tercampur lebih homogen didalam fluida
Paling murah (Kern, 1950, pp. 720)
Digunakan Steam sebagai pemanas pada reaktor :
Kebutuhan Pemanas :
Massa steam = 14.895 kg/jam = 32.838 lb/jam
F. 57
Sifat steam pada suhu rata-rata = 325 oC
ρ = 11,11 lb/ft3
μ = 0,002 cP = 0,005 lb/ft.jam
Cp = 2.412,2 Btu/lboF
k = 1,1 Btu/jam.ft.oF
Trial pemilihan pipa standar (Tabel. 13, Timmerhaus, 1991) :
Dipilih tube :
NPS = 1 in
OD = 1,32 in = 0,11 ft
ID = 1,049 in = 0,087417 ft
at” = 0,344 ft
2/ft
a’ = 0,864 in2/tube = 0,006 ft
2/tube
Hot Fluid oF Cold fluid Temp. diff
oF
662 Higher Temp 527 135 Δt2
572 Lower Temp 527 45 Δt1
90 Temp diff 0 90 Δ(t2 – t1)
Sehingga :
1
2
12LMTD
tt
Ln
ttΔΔT
= 81,92 oF
- Fluks Massa Pemanas Total (Gtot)
Gtot = '
ta
w
F. 58
= ft 0,006
jam
lb838.32
2 = 5.473.000 lbm/ft
2.jam
- Fluks Massa Tiap Set Koil
Gi = cc v
Kecepatan medium pemanas di dalam pipa umumnya berkisar 1,5-2,5
m/s.
Dipilih : Vc = 2,5 m/s = 8,20 ft/s.
Gi = cc v
Gi = 11,11 x 8,2021 = 91,1253 lb/s.ft2
= 328.051,08 lb/jam.ft2
- Jumlah Set Koil (Nc)
i
totc
cG
GN
,
koilsetkoilsetNc 1768,16328.051,08
5.473.000
- Koreksi Fluks Massa Tiap Set Koil (Gi,kor)
c
totc
koriN
GG
,
,
2
, ./1764,941.32117
5.473.000ftjamlbG kori
- Cek Kecepatan Medium Pemanas (Vc,cek)
c
i
cekc
GV
,
F. 59
smjamftV cekc /5,2/55,527.2911,11
328.051,08,
(masuk dalam range/memenuhi standar 1,5 − 2,5 m/s)
- Beban Panas Tiap Set Koil (Qci)
Asumsi : beban panas terbagi merata pada tiap set koil
Qc = 1814504,5680 kj/jam
= 1719818,4944 Btu/jam
c
c
ciN
jamBtuQci /114.27317
4.642.937
- Luas Perpindahan Panas Tiap Set Koil
LMTDD
ci
ciTU
QA
245,44
)92,18)(75(
273.114
ft
Aci
- Jarak Antar Pusat Koil (Jsp)
Jsp = 2 x ODkoil
Jsp = 2 x 0,11
= 0,22 ft
- Panjang Satu Putaran Heliks Koil (Lhe)
Lhe = ½ putaran miring + ½ putaran datar
F. 60
hehehe drL ..2/1..2/1
Diameter spiral atau heliks koil = 0,7-0,8 Dv (Rase, 1977)
Dspiral (dhe) = 0,8 (5,9357 ft)
= 2,0337 m
= 6,6724 ft
hesphehe dJdL .2/1)(2/1 2/122
ft
xLhe
9570,20
6724,62/1)22,06724,6(2/1 2/122
- Panjang Koil Tiap Set (Lci)
"
t
ci
cia
AL
ft
Lci
0977,271
344,0
43,7216
- Jumlah Putaran Tiap Set Koil
he
ci
pcL
LN
putaranputaran
ft
ftN pc
60647,6
9570,20
127,0977
- Koreksi Panjang Koil Tiap Set
Lci,kor = Npc x Lhe
Lci,kor = 6 x 20,9570
F. 61
= 125,7422 ft
- Tinggi Koil (Hc)
Hc = Jsp x OD x Nc
Hc = 0,22 x 0,11 ft x 17
= 0.327 ft
= 0,09965 m
- Volume Koil (Vc)
Vc = Nc ( 4/ (OD)2 Lci)
Vc = 17 ( 332 0,573,207422,1250,114/ mft
Cek tinggi cairan setelah ditambah koil (HL)
Tinggi koil harus lebih kecil dari pada tinggi cairan setelah ditambah koil agar
seluruh koil tercelup dalam cairan
HL = 2
4/ vessel
koilcair
D
VV
= )69,1(4/14,3
0,5741,02
= 0,45 m
HL = 0,45 m > Hc = 0,09965 m, berarti semua koil tercelup semua di dalam
cairan
- Koefisien transfer panas fluida sisi dalam tube:
hi =
1/3
p
Hk
μC
ID
kJ
(Pers. 6.15, Kern)
F. 62
NRe = μ
.GID t
= 0,63151
167))(486797,3(0,087417 = 67385,0945
JH = 170
hi =
1/3
0,35432413
,631)(0,0011)(0
0,087
0,35432413170
= 86,6538 Btu/ jam.ft2 oF
Maka hio koil = hio pipa ( 1 + 3,5
spiralD
koilD
= 86,6538 ( 1 + 3,5
5,2990
0,087417
= 91,6571 Btu/hr ft oF
koefisien transfer fluida sisi luar koil :
ΔT = 302 – (-28,3) = 330,3 °F
tf = (302 + (-28,3))/2 = 136,85 °F
OD
T= 330,3/1,32 = 250,2273
ho = 116
25,023
OD
TxCxxkf
f
f
(pers 10.14 Kern 1950)
Dari Fig 10.4 Kern diperoleh
xCxxk 23
= 0,014
Maka ho = 116 (0,014 x 250,2273)0,25
= 158,6988 Btu/hr ft oF
Menghitung clean overall coefficients (Uc)
F. 63
Uc = ioo
ioo
hh
hxh
= 6571,19158,6988
6571,196988,581
x
= 58,1008 Btu/jam ft2 oF
Diambil Rd = 0,001 ( Tabel 12 Kern, 1950 )
UD =
Rd
U c
1
1
=
001,0
58,1008
1
1
= 54,9105
Batasan UD untuk light – light organik adalah 40-75 maka nilai UD yang
didapat dari hasil hitungan adalah 54,9105 memenuhi batas.
- Cek Dirt Factor
Dari tabel 12 Kern, 1965, Rd ketentuan untuk Steam = 0,002
Syarat : Rd < Rd ketentuan
Dc
Dcd
xUU
UUR
)(002,00,00119105,451008,85
9105,451008,85memenuhi
xRd
- Cek Pressure Drop
Syarat : < 2 psi
F. 64
c
i
ei
GIDR
Rei = 0808,369330,6315
6583,4339820,087417
x
Faktor friksi :
42,0
264,00035,0
eiRf
5
42,0108116,6
0808,36933
264,00035,0 f
- Pressure Drop
IDg
LGfP
c
ii
..2
...42
2
psix
P 6705,0)0,087417)(12,94)(1018,4(2
1672,331)6583,433982)(10.8116,6(428
25
kesimpulan
Alat Reaktor destilasi
Kode R-302
Fungsi Tempat mereaksikan bi-(hydroxyethyl) terephtalate
(BHET) sebanyak 5.262,65 kg dengan sesamanya
membentuk polimer Polyethilene Terephthalate
(PET) dengan bantuan Katalis Sb2O3 (Antimony
Trioxide), sekaligus memisahkan produk PET dengan
Ethylenen glicol (EG)
Bentuk Silinder tegak (vertikal) dengan dasar dan atap (head)
berbentuk torispherical
F. 65
Bahan Stainless steel Grade SA-240 tipe 304
Suhu 275 °C
Tekanan operasi 0,1 atm
Dimensi kolom Diameter : 1,69 m
Tinggi reactor fixed bed : 2,205 m
Tingggi kolom distilasi : 35,8 m
Tebal dinding : 0,125 in
Jumlah 1